蒸馏塔分馏系统.doc

摘要摘要 随着世界经济发展，环境问题日益突出，同时能源需求日益旺盛，各国对汽油等轻质油特别是高质量的清洁燃料的需求量急剧增加，同时随着石油化工业的发展，需要多产轻质油.将重质油更多的转化成轻质油品，且转化成清洁能源是以后催化裂化领域的重要课题。催化裂化是石油炼制过程之一，是在热和催化剂的使用下使重质油发生裂化反应，转变为裂化汽，汽油和柴油等的过程. 本设计题目是200万吨/年催化裂化分馏及换热装置的工艺设计.所用工艺对重油加工程度较深且产品收率很高，同时具有较好的经济效益和环保效益，同时以大庆常压渣油为原料生产高质量汽油的方案通过综合评定后的经济效益较为合理，通过汽油的方案及反一再系统工艺的计算，达到了设计的目的。 本设计加工弹性大，汽油产率较高，并充分考虑了能量的综合利用问题与环境保护问题关键词：重油 催化裂化 分馏塔 舌形塔板Abstract As the rapid economic development of China ,more and more attention are taken to the worlds environmental problems ,leading with gasoline,light and sweet oil especially for better quality of cleaner fuels dramaticly increase in demand ,while the development of petrochemical industry needs more effectively prolific light oil.How to transform more heavy oil into light oil and clean energy is the important topics of future FCC. FCC is one of the petroleam refining process is the use of heart and a catalyst for heavy oil under carcking reaction occurs,into a steam cracker,such as gasoline and diesel process.The topic of this design is 2 million tons / year of FCC process design.There are deeper on the processing of heavy oil and high yield ,and comprehensive evaluation of economic benefits are reasonable by Daqing atmospheric residue as raw materials to produce gasoline program,aimed at producing high-quality gasoline.Gasoline program and anti-andthen the calculation of the process system technology and is designed to reach.The flexible design and processing has high yield of gasoline,and give full consideration to the comprehensive utilization of energy and environmental issues.Key word: catalytic cracking ;Main fractionator ;Tongue shaped tower boardI目录目录摘要IAbstractII第一章 概述11.1 催化裂化工业的意义与作用11.2 催化裂化技术国内外发展现状11.3 催化裂化工艺简介21.4 设计依据2第二章 催化裂化工艺简介32.1重质油催化裂化原则流程32.2装置流程简介32.2.1反应再生部分32.2.3能量回收部分42.2.4分馏部分52.2.5吸收稳定部分62.2.6脱硫部分7第三章 分馏塔工艺设计93.1 原料及产品的有关参数的计算93.1.2 体积平均沸点93.1.3 恩氏蒸馏9010%斜率93.1.4 立方平均沸点103.1.5 中平均沸点103.1.6特性因数K103.1.7分子量103.1.8 平均蒸发温度103.1.9临界温度和临界压力113.1.10 焦点温度和焦点压力123.2 物料平衡123.3决定塔板数、塔顶压力和塔板压力降123.3.1选定塔板数133.4操作条件的确定133.4.1 汽提蒸汽用量133.4.2操作压力133.5 汽化段温度153.5.1 求汽化段油品的热焓163.5.2炉压力2.048Pa（绝压）下的总热焓173.6 确定流程173.6.1回流方式及回流热分配173.6.2塔底温度183.7全塔热平衡。183.8蒸馏塔各段塔径的计算193.8.1 塔顶回流以下的热平衡193.8.2一中回流气液相负荷的计算203.8.3 二中回流气液相负荷的计算213.9 塔径的计算223.10 塔高的计算223.11舌形塔板的设计233.11.1降液管243.12塔板水力学计算及降液管液面高度的校核243.12.1 降液管与受液盘间隙压力降243.12.2 湿舌孔压力降243.12.3水力压头243.12.4塔板总压力降253.12.5 进口压头253.12.6 溢流口液面高度253.13、塔板适宜操作区的绘制及分析263.13.1 吹气线263.13.2 降液管超负荷线263.13.3 漏液线263.13.4 雾沫夹带线273.13.5 淹塔线283.13.6 操作线303.13.7 适宜操作区和操作线30第四章 塔顶换热流程的设计计算324.1空气冷凝器工艺的设计324.1.1 设计气温324.1.2 管内流体及温度334.1.3 管排数 N334.1.4 管程数n344.1.5空冷器的有关工艺计算344.1.6 空气冷凝器的校核354.1.7选择空冷器规格364.2 水冷冷凝器工艺设计364.2.1确定设计方案364.2.2确定物性数据364.2.3 初选换热器的尺寸规格374.3 换热器核算384.3.1壳程表面传热系数384.3.2管内表面传热系数384.3.3污垢热阻和管壁热阻394.4 水冷器选型39第五章 汇总与评价415.1分馏塔部分415.1.1分馏塔的主要操作参数415.2塔的工艺结构参数415.3 塔板水力学评价425.3.1适宜操作区的分析425.4 换热流程工艺的汇总43参考文献45致 谢463第一章 概述 第一章 概述1.1 催化裂化工业的意义与作用石油工业是国民经济中最重要的支柱产业之一，是提供能源，尤其是提供交通运输燃料和有机化工原料的最重要的工业。据统计，全世界总能源需求的40%依赖于石油产品1。然而作为一种不可再生资源，石油的产量在不断的下降，而社会生产，人民生活却需要大量的汽油，柴油等轻质油品，但是石油不能直接作为产品使用,必须经过各种加工过程,炼制成多种符合使用要求的各种石油产品。而原油经过第一步加工只能得到少部分轻质油，大部分仍为渣油，因此需要对重质油进一步加工，催化裂化是对重质油加工的主要手段。以我国目前的需要情况为例，对轻质燃料油，重质燃料油和润滑油三者需要的比例是20：6：1。另一方面，由于内燃机的发展对汽油的质量提出更高的要求，而直馏汽油一般难以满足这些要求。同时由于石油价格上涨和石油资源逐渐枯竭，许多国家都在努力寻找能替代石油的新能源。寻找新能源的工作近年来虽然取得很大的进展，但是至少在几十年内，由石油生产的轻质液体燃料仍然是不可能被替代的，而且对它的需求量还不断增大。所有的这一切都促使了石油的催化裂化工业的产生和发展。1.2 催化裂化技术国内外发展现状催化裂化是最重要的重质油轻质化过程之一,在汽油和柴油等轻质油品的生产中占有重要的地位。在一些原油加工深度较大的国家,例如德国和美国,催化裂化的处理能力达原油加工能力的30%以上。在我国,由于多数原油偏重,氢碳比（H/C）相对较高而金属含量相对较低,因此催化裂化过程,尤其是重油催化裂化过程的地位就显得更为重要。在我国国内最早的工业催化裂化装置出现于1936年。几十年来,无论是规模还是技术均有了巨大发展。现在它已经成为原油二次加工中最重要的一个加工过程。从催化裂化技术角度来说,基本的是反应再生型式和催化剂性能两个方面的发展。传统的催化裂化原料是重质馏分油，主要是直馏减压馏分油，也包括焦化重馏分油。由于对轻质油品的需求不断增长及技术进步，近20年来，更重的油料也作为催化裂化的原料，例如减压渣油，石蜡油，脱沥青的减压渣油，加氢处理重油等。最早在工业上采用的反应器型式是固定床式反应器。反应和再生是轮流间歇地在同一反应器内进行的。为了在反应时供热及在再生时取走热,在反应器内装有取热的管束，用一种融盐循环取热。为了使生产连续化,可以将几个反应器组成一组，轮流地进行反应和再生。固定床催化裂化的设备结构复杂，生产连续性差，因此，在工业上早已被其他型式的反应器所取代。由于生产要求的不断扩大和生产技术的不断进步，在二十世纪九十年代初期,流化床催化裂化技术迅速地发展成熟起来并很好地运用到实际生产中去。1.3 催化裂化工艺简介移动床催化裂化的反应和再生是分别在反应器和再生器内进行的。原料油与催化剂同时进入反应器的顶部,它们相互接触,在反应的同时并向下移动。当它们移动至反应器的下部时,催化剂表面上会沉积上一定量的焦炭,于是油气从反应器的中下部导出而催化剂则从底部下来,再由连接到再生器的气升管用空气提升至再生器内向下移动过程中进行烧焦再生。再生过的催化剂经另一根气升管又返回至反应器中。就这样，使催化剂在反应器和再生器中循环。流化床催化裂化的反应过程和再生过程也是分别在两个设备中进行3,其原理与移动床相似,只是在反应器和再生器内,催化剂与油气或空气形成与沸腾的液体相似的流化状态。为了便于流化,催化剂制成直径为20100m的微球。由于在流化状态时,反应器或再生器内温度分布均匀,而且催化剂的循环量大,可以携带的热量多,减少了反应器和再生器内温度变化的幅度,因而不必再在设备内专设取热设施,从而大大简化了设备的结构。同固定床相比，流化床催化裂化具有生产过程连续，产品性质稳定及设备简化等优越性，它很快就在各种催化裂化型式中占据了主导地位。自二十世纪六十年代以来,为配合高活性的分子筛催化剂,流化床反应器又发展为提升管反应器。目前,在全世界催化裂化装置的总加工能力中,提升管催化裂化已占绝大部分。我国的情况也是大致如此。1.4 设计依据中国石化茂名石化分公司炼油厂第二套催化裂化装置的操作规程；中国石化茂名石化分公司炼油厂第二套催化裂化装置标定总结51第二章 催化裂化工艺简介第二章 催化裂化工艺简介2.1重质油催化裂化原则流程图2.12.2装置流程简介本装置由反应-再生部分、能量回收部分、分馏部分、吸收稳定部分、脱硫部分组成。2.2.1反应再生部分自各装置外送至本装置的馏份油和渣油经原料混合器（混202）混合均匀（减压渣油自装置外送至馏份油进装置调节阀后），一部分混合原料油(90)，进入原料油缓冲罐(容202/1)，由原料油泵(泵201/1-2)抽出。开工时，经换-202/1-4与蒸汽换热加温；正常生产时，与顶循环回流（换-202/1-2）、轻柴油（换-204/1-2）和油浆(换-208/2-3)换热至200左右，进入混合器（混-201）；一部分馏份油直接进容202/2，由原料油泵（泵-201/3-4）抽出，经换202/3-4、换208/1换热至180左右后经跨线与另外一路混合原料汇合；回炼油由泵-206/1-2自回炼油罐（容-203）抽出，回炼油浆由泵208/1-3自分馏塔底部抽出，在混-201入口与新鲜原料混合后，分六路经原料油雾化喷嘴进入提升管反应器（塔101A)，与高温催化剂接触完成原料的升温、汽化及反应，在第一反应区反应生成富含丙烯的气体和烯烃含量较高的高辛烷值汽油。一反出口油气与催化剂通过专利介质分布板进入第二反应区，通过二反低重时空速、长反应时间，为氢转移、异构化反应、芳构化等双分子反应提供条件，降低汽油组分中的烯烃含量。在第二反应区的入口处设有备用急冷汽油注入点。急冷油的注入将降低外取热器的取热量，但会增大分馏塔顶油气系统冷却负荷，正常生产建议不投用。反应后的油气和催化剂经提升管出口的旋流快分将催化剂和油气快速分离，待生催化剂进入下部设置的预汽提段，在此与蒸汽逆流接触以初步汽提催化剂所携带的油气，催化剂在预汽提段下部分两路，一路经待生循环催化剂输送管和二反循环滑阀进入二反分布板上方，补充二反的藏量，控制重时空速；另一路催化剂经新设置的半待生斜管和半待生滑阀进入沉降器（塔101）的汽提段，汽提后的待生催化剂再经原待生斜管和待生滑阀进再生器（塔102）的烧焦罐。新设计的预汽提段催化剂藏量由新设的二反循环滑阀控制，以防止预汽提段藏量过高造成旋流头效率下降，提升管压降大，产生噎塞现象。完成反应的油气通过旋流快分将大部分催化剂脱除后经旋流快分顶部新设置的反应油气管线进入原沉降器，油气线出口与沉降器单级旋分采用对口软连接形式，油气通过沉降器旋分器再次分离、脱除催化剂后经大油气管线进分馏塔（塔201）下部。待生催化剂经新设计的待生斜管、待生滑阀和新设计的待生催化剂分配器进入烧焦罐底部，与外取热器返回催化剂和由二密相循环回的热再生剂均匀混合，在富氧的条件下开始进行烧焦，在催化剂沿烧焦罐向上流动的过程中，通过烧焦强化措施提高烧焦效率，同时温度升至690，再生烟气和催化剂经烧焦罐出口的稀相管和T型快分，将烟气和再生后的催化剂快速分离，分离后的催化剂进入再生器二密相。二密相的催化剂分三股离开二密相，其一是再生催化剂一部分经外循环斜管返回烧焦罐下部；其二是热催化剂进入外取热器（塔103），取出再生器多余热量，取热后的催化剂返回烧焦罐下部；第三股再生催化剂经再生斜管进入提升管反应器底部，在干气（或蒸汽）的预提升下，完成催化剂加速、整流过程，然后与雾化原料接触。再生器烧焦所需的主风由主风机（机101）提供，主风自大气进入主风机，升压至0.40MPa（绝）后经主风管道、辅助燃烧室及主风分布板进入再生器。原增压机（机-103）设计负荷较大，本次改造后增压机仅为外取热器筒体流化供风，所以本次改造增设了增压风压控系统，在保证增压风系统风压稳定的同时，将多余增压风返回主风系统作为烧焦用风。2.2.3能量回收部分来自再生器顶压力为0.24MPa（表）、温度为650-700夹带有催化剂的烟气，先进入多管式三级旋分器（塔-104），再经过新设计的四级旋风分离器，分离出大于10u以上的大部分催化剂，使分离后的烟气中催化剂含量降到0.2克/标准米3以下，大于10微米的催化剂颗料基本被除去，以保证烟气轮机的叶片长周期运转。净化了的烟气从三级旋风分离器顶出来，经高温平板闸阀和调节蝶阀，轴向进入烟气轮机膨胀作功以回收烟气的压力能和部分显热，来驱动四机组，烟气压力由0.14MPa（表）降至0.005MPa(表)，温度下降100左右。烟气经烟气轮机膨胀作功后，竖向排出，经水封罐（容-117）后与从双动滑阀旁路来的烟气和从临界喷嘴来的烟气一起进入余热锅炉以回收烟气的显热，产生4.22 MPa、450左右的蒸汽。烟气经余热锅炉后温度降至200左右，最后排入烟囱。由于装置原料的残炭值和重金属含量都比较高，因此裂化过程产生的焦炭燃烧放出的热量除供给反应需要的热量外，尚有剩余的热量，为此设置外取热器将再生系统剩余的热量取出，由再生器二密床来的高温催化剂，通过外取热器上滑阀进入外取热器，催化剂从取热列管外壁自上而下流动，取热管浸没于流化床内，管内走水，取热器底部通入流化风，以维持床层的良好流化和传热，使床层催化剂对直立浸没管的传热良好，经过换热后的催化剂温降为100-150左右，再通过外取热器下滑阀返回到再生器的烧焦罐底部。装置外送来的无盐水经容-509热力除氧后，由泵503抽出，经余热锅炉省煤段加热后进入容501，由泵501抽出分两路，一路进入外取热器，一路进入换209/1、2与油浆换热，水汽都返回到容-501进行汽-液分离。容501顶部蒸汽分两路，一路进入余热锅炉过热段过热，另一路进入烧焦罐过热，水则在锅炉系统用泵501强制水循环。再生器压力设计由三旋出口烟气管道上的双动滑阀和烟机入口蝶阀分程控制。当再生器压力等于给定值时，由烟机入口蝶阀控制。当烟机入口蝶阀开至给定值后，由双动滑阀控制。为减少烟气放空特别是不开烟机时烟气对双动滑阀的摩擦和噪声，在双动滑阀后设有5块蝶形降压孔板。装置外取热器和油浆换热器（换-209/1、2）产生的饱和蒸汽分两路，一路进入再生器烧焦罐内取热器过热至450，一路经余热锅炉过热段过热至450左右，两路蒸汽在中压汽并网阀前汇合送至中压蒸汽总管，进入蒸汽轮机作功，汽轮机背压排出的蒸汽并入装置1.0MPa蒸汽的管网，正常操作时，烟气轮机回收的功率和汽轮机回收的功率合计超过主风机所需的功率，剩余的能量通过发电机以电能的形式送往110KV变电站。2.2.4分馏部分从反应沉降器顶出来的油气进入分馏塔（塔-201）的底部，分馏塔共设有30层舌形塔盘，底部装有8层洗涤冷却用的人字型挡板，反应油气通过人字挡板与循环油浆逆流接触，以洗涤油气中的催化剂粉尘并脱除过剩热量，呈饱和状态的油气中进入分馏塔底部自下而上通过，进行分馏。塔-201顶出来的油气约为105-135、0.20-0.28MPa(绝)，经空气冷却器（空冷-201/1-10）冷却至90，再经水冷（冷-201/1-6）冷却到40左右，进入油气分离器（容201）。在塔顶油气线出口注入适量的稀氨水，以代替后部汽油碱洗。容-201中未冷凝下来的油气（温度40、压力0.22MPa（绝）进入气体压缩机（机-301）；冷凝的粗汽油用泵-202/1.2加压后送往吸收稳定部分的吸收塔；容-201底分离出的含硫污水，经容-211收集，用泵-214/1.2.3抽出送至污水汽提装置进行处理。轻柴油（温度220-260）自塔-201的第19层塔盘自流入轻柴油汽提塔（塔-202），用水蒸汽汽提出携带的轻组分，然后用泵-204/1.2抽出，经换-204/1.2与原料油换热至158，再与富吸收油换热（换-205/1.2）至80，然后再经过水冷器（冷-202/1.2、203/1.2）冷却至60，一部分作为产品送出装置，另一部分作为再吸收剂送到再吸收塔。再吸收塔底的富吸收油经换-205/1.2换热至123返回分馏塔第20层塔盘的上部。外排油浆自油浆泵（泵-208/1.2.3）出口进入闪蒸塔（塔-203），塔的真空度在正常情况下低于720mmHg，塔顶油气经冷-206冷却至50，未冷凝油气用一、二级蒸汽喷射器抽出，经过一、二级抽空冷凝器（冷-207、冷-208）冷凝冷却，自冷-206、冷-207、冷-208冷凝出来的油和水自流入闪蒸塔顶油气分离器（容-204）。在容-204分离出的闪蒸塔顶油称为闪蒸柴油，用闪蒸柴油泵（泵-211/1.2）抽出送至装置外或至反应回炼；塔-203底的闪蒸油浆用泵-207/1.2加压经冷-204冷却至90送出装置。分馏塔设立有四个循环回流，分别为顶循环回流、一、二中段循环回流和油浆循环回流。顶循环回流油从第27层塔盘抽出，温度为160，经泵-203/1.2加压后与原料油换热（换-202/1.2.3.4），温度达到130，再与除盐水换热（换-203/1.2）；或进入空冷器（空冷-201/1.2）冷却，然后进入水冷（冷-210/1）冷却到80-90，返回分馏塔第30层塔盘。一中段回流从第15层塔盘抽出，温度为275，经泵-205/1.2加压后先作为脱吸塔底重沸器（换-302）的热源，温度降为210，再进蒸汽发生器（换-206）换热至160返回分馏塔的第18层塔盘。回炼油从第2层塔盘自流入回炼油罐（容-203），然后用泵-206/1.2抽出，分成三部分：一部分返回到分馏塔的第2层塔盘，作为内回流；一部分去混-201入口和新鲜原料混合作反应进料（即回炼油）；另一部分（即二中回流油）送到稳定塔底重沸器（换-304）作热源，再经蒸气发生器（换-207）换热至210，返回塔-201的第5层塔盘。塔底油浆用泵-208/1.2.3抽出分成三部分；一部分作为油浆闪蒸塔（塔-203）的进料；另有一路作为回炼油浆送至提升管反应器；还有一部分作为循环油浆，先经换-208与原料油换热，再经换-209/1.2发生蒸汽，换热至270后又分成两部分：一部分返回分馏塔第一层塔盘下的人字型挡板上部，以冷却和洗涤反应沉降器来的过热油气；还有一路返回塔底部，以调节塔底温度。2.2.5吸收稳定部分从容-201顶出来的富气经气体压缩机（机-301/1.2）压缩至1.6MPa(绝)，压缩后的气体经空冷器（冷-301/1.2）、水冷器（冷-302/1.2）冷凝冷却到40，进入油气分离器（容-301），分离出压缩富气和凝缩油。为了防止设备腐蚀，在冷-301/1.2前和冷-302/1.2后注入凝结水洗涤，洗涤水从容-301底排至含硫污水罐（容-211），用泵-214/1.2加压后送至污水汽提装置进行处理。吸收塔（塔-301）位于脱吸塔（塔-302）上部，操作压力为1.45MPa(绝)，平均温度为42。从容-301来的压缩富气进入吸收塔下部，从分馏来的粗汽油以及从泵-304/1.2来的补充吸收剂分别打入吸收塔的第19层和第26层，与气体进行逆流接触。为取出吸收过程放出的热量，吸收塔设有两个中段回流，分别从第9层和第17层抽出，用泵-302/1.2和泵-303加压后与水冷器(冷-303、冷304)冷却，然后分别返回到塔的第8层和第16层上方。从塔302顶出来的脱吸气与气压机出口的压缩富气混合进入空冷器（冷-301/1.2）进行冷凝冷却后与从吸收塔底的饱和吸收油一同进水冷器(冷-302/1.2)冷凝冷却，再进入容-301进行气-液分离，容-301相平衡后的不凝气和凝缩油分别去吸收塔和脱吸塔。从吸收塔顶出来的贫气进入再吸收塔（塔-303），与作为再吸收剂的轻柴油逆流接触，以吸收贫气中携带的汽油组分。从再吸收塔顶出来的干气送往塔402进行脱硫，塔底富吸收油与轻柴油换热（换-205/1.2）到123返回到分馏塔的第20层或18层塔盘。自容-301出来的凝缩油经泵-301/1.2加压后与稳定汽油换热（换-301）到70-80，进入塔-302上部，塔底部温度控110-125，塔底重沸器由分馏塔一中段回流提供热量。塔-302底的脱乙烷汽油与稳定汽油换热（换303/1.2）至140-150进入稳定塔(塔-304)，塔-304的操作压力为1.35MPa（绝），塔顶温度为60左右，塔底温度约160，塔底重沸器由分馏二中回流提供热源，C4及C4以下轻组分从塔顶馏出，经水冷器（冷-305/1-8）冷凝冷却到40，进入回流罐（容-302），液化气从容-302底部抽出，用泵-305/1.2加压后,一部分作为稳定塔顶内回流；另一部分作为产品送往塔401进行脱硫，塔底的稳定汽油分别与脱乙烷汽油、凝缩油换热后，再经水冷器（冷-306/1.2）冷却到40，一部分作为补充吸收剂用泵-304/1.2打入塔-301第26层；另一部分作为产品送出装置。2.2.6脱硫部分自稳定系统来的液化气，进入液化气脱硫塔（塔-401）下部，塔内为不锈钢规整填料。系统送来或塔-403的再生后的脱硫剂（贫液）先进入容402，然后用泵402抽出，从塔-401顶部进入，与液化气逆向流动进行液-液抽提，脱硫后的液化气从塔顶流出，经容-403沉降罐分离出来夹带的溶剂后，作为产品送出装置，塔底溶剂（富液）进容409闪蒸后，用泵403送出装置集中再生，或者进再生塔（塔-403）进行再生。自再吸收塔塔顶出来的干气，先经容-404分去凝液，然后进入干气脱硫塔（塔-402）下部，塔内设有20层浮阀塔盘，系统送来或塔-403的再生后的脱硫剂（贫液）先进入容402，然后用泵402抽出，从塔402顶部进入，与干气逆流接触，脱硫后的干气从塔顶流出至容-405分液，净化干气从容-405顶出来再经容406分液后，作为燃料气并入全厂瓦斯管网，塔底溶剂（富液）进容409闪蒸后，用泵403送出装置集中再生，或者进再生塔（塔-403）进行再生。溶剂单独再生时：从塔-401、塔402底出来的富液先进入闪蒸罐（容-409），在低压下闪蒸出来的烃类从罐顶进入火炬管线，容-409富液用泵-403/1.2加压后与再生塔底热贫液换热(换-402/1.2)，升温到87左右进入再生塔（塔-403）第12层塔盘，塔内设有重沸器（换-402），用0.6MPa或0.3MPa（表）蒸汽加热，维持塔底温度约120，塔顶压力0.05-0.09MPa，被蒸脱出的H2S、CO2及一部分水蒸气从塔顶逸出，经冷-401/1.2冷却至40进入气液分离罐(容-411)进行分离，容-411的酸性水用泵-404/1.2抽出作为塔-403的顶回流，容-411顶出来的酸性气再经容-410分离后送往制硫装置。塔-403底出来的贫液经换-401/1.2换热到78，再经冷-402冷却40进入容-402，用泵-402/1.2抽出，经溶剂过滤器和活性炭过滤器后分两路进入塔-401和塔-402循环使用。第三章 分馏塔工艺设计第三章 分馏塔工艺设计3.1 原料及产品的有关参数的计算表3.1 原料组成和产品分布原料吨（24小时）吨/小时比例蜡油1157.6248.23 41.43 常渣1015.742.32 36.35 减渣620.6725.86 22.21 处理量2793.99116.42 100产品吨（24小时）吨/小时收率设计收率干气92.883.87 3.32 3.5液态烃39116.29 13.99 16汽油1215.7650.66 43.51 39.5柴油667.7727.82 23.90 25.5油浆156.056.50 5.59 6.5烧焦243.610.15 8.72 8.5酸性气15.20.63 0.54 损失11.730.49 0.42 0.5合计2793.99116.42 100100轻收67.41 65液收81.41 813.1.2 体积平均沸点汽油 =柴油 =回炼油=油浆 =3.1.3 恩氏蒸馏9010%斜率汽油：柴油：108/80=1.35油浆：（544-442）/80=1.275回炼油：（430-381）/80=0.61253.1.4 立方平均沸点查石油化工工艺计算图表表2-1-1查得体积平均沸点校正值为 汽油 3.8oC 柴油 -2.4 oC 油浆 -1.6 oC 回炼油 -0.8oC 汽油 =106.8-1.2=105.6柴油 =281.4-2.4=279油浆=499.2-1.6=497.6回炼油=407.8-0.8=4073.1.5 中平均沸点查石油化工工艺计算图表表2-1-1得体积平均沸点校正值为汽油 10.0oC 柴油 7.8oC 油浆 -2.4oC 回炼油 -1.0oC汽油 =106.8-10.0=96.8柴油 =281.4-7.8=273.6油浆=499.2-2.4=496.8回炼油=407.8-1.0=406.83.1.6特性因数K查石油化工工艺计算图表表2-1-10或2-1-11得汽油 K=12.3柴油 K=12.08油浆K=12.24回炼油K=12.253.1.7分子量查石油化工工艺计算图表图2-1-5或2-1-6得汽油 M=95轻柴油 M=208油浆M=320回炼油 M=2803.1.8 平均蒸发温度查石油化工工艺计算图表图2-2-3经计算列表如下:表3.2汽油平衡蒸发温度恩氏蒸馏，(体) %恩氏蒸馏，oC恩氏蒸馏温差，oC平衡蒸发温差，oC平衡蒸发50%温差，oC平衡蒸发温度，oC0%24210%25630%26550%27670%29290%316100%337 14 9 11 16 24 21 5.7 4.8 5.3 7.2 11.5 7.0 276+6.2=282.2266.2271.7276.7282.2291.2302.7309.7 表3.3轻柴油平衡蒸发温度恩氏蒸馏，(体) %恩氏蒸馏，oC恩氏蒸馏温差，oC平衡蒸发温差，oC平衡蒸发50%温差，oC平衡蒸发温度，oC0%28910%31630%32850%34170%35090%368100%376 27 12 13 9 18 8 12 6.3 6.2 4.0 8.0 2.0 341+18.2=359.2335.1346.8353359.2363.3371.3373.3表3.4油浆平衡蒸发温度恩氏蒸馏，(体) %恩氏蒸馏，oC恩氏蒸馏温差，oC平衡蒸发温差，oC平衡蒸发50%点温差，oC平衡蒸发温度，oC10%9330%11250%12370%13490%144100%16119 11 11 10 17 11.8 5.1 5.2 4.3 5.7123 8.2 = 114.884.8103.8114.8120124.31303.1.9临界温度和临界压力临界温度, 由石油化工计算图表集图2-3-7和图2-3-8查得；临界压力, 由石油化工计算图表集图2-3-9查得，汇总如下：表3.5临界温度和临界压力汇总表产品真临界温度 假临界温度 真临界压力MPa假临界压力MPa重整原料280.85277.853.53.4汽油371.85367.852.522.48轻 柴 油444.85438.852.882.69油浆501.85496.851.421.43.1.10 焦点温度和焦点压力焦点温度, 由石油化工计算图表集图2-2-19查得,焦点压力, 由石油化工计算图表集图2-2-18查得, 汇总如下：表3.6 焦点温度和焦点压力汇总表产品焦点温度 焦点压力MPa重整原料311.854.82 汽油407.853.50 轻 柴 油463.053.37 油浆511.851.62 3.2 物料平衡物料平衡可由同一原油，同一产品方案的相同装置的常压塔的生产数据确定，确定后列物料平衡表.表3.7工艺物料平衡（按每年开工350天计）序号物料名称收 率备注w%kg/h104t/akmol/h一原料1混合原料油100238096200二产品1干气3.583343.52液化石油气16.03809616.03汽油39.59404839.5990.04轻柴油25.56071425.5291.95油浆6.5154766.548.46焦炭8.5202388.57损失0.511900.5合计1002380961003.3决定塔板数、塔顶压力和塔板压力降3.3.1选定塔板数根据塔的工艺计算表1-3“国内某些炼油厂采用塔板数”表可决定本常压石油分馏塔的塔板数如下：汽油轻柴油： 8层轻柴油-重柴油： 6层重柴油-回炼油： 8层回炼油与进料段： 2层轻柴油，重柴油汽提：4层取两个中段循环回流，每个中段循环回流用3层换热塔板，所以全塔的换热塔板数共为6层，全塔塔板数34层。决定塔顶压力为: 1.64Pa（绝压），温度121。3.4操作条件的确定3.4.1 汽提蒸汽用量侧线产品及塔底重油都用过热水蒸汽汽提, 使用的是温度420, 压力0.3MPa的过热水蒸汽。 表3.8 汽提蒸汽用量(经验值) 参考表3.8汽提蒸汽量如表3.9 表3.9 汽提水蒸汽用量油品,对油kg/hkmol/hkg/h一线柴油2.8170094.4 二线油浆3.0464.325.8 塔底重油2.5607.133.7合计2771.4153.93塔名称产